浮阀塔精馏工艺方案设计书示例

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1、浮阀塔精馏工艺设计示例设计任务【例 5-2】今采用一浮阀塔进行乙醇- 水二元物系的精馏分离，要求乙醇的产能为1 104t a，塔顶馏出液中乙醇浓度不低于94，残液中乙醇含量不得高于0.2。泡点进料，原料液中含乙醇为35%，其余为水，乙醇的回收率取 98%( 以上均为质量 %) 。且精馏塔顶压强为 4kPa(表压 )，单板压降 0.7kPa。试作出能完成上述精馏任务的浮阀精馏塔的工艺设计计算。工艺设计计算一、全塔物料衡算( 一 ) 料液及塔顶、底产品中乙醇的摩尔分率乙醇和水的相对摩尔质量分别为46.07 和 18.01kgkmol 。xF35 / 46.070.17435/ 46.0765 /1

2、8.01xD94 / 46.070.86094 / 46.076 /18.01xW0.2 / 46.070.0007830.2 / 46.0799.8 /18.01( 二 ) 平均摩尔质量M F46.070.174(10.174)18.0122.89 kg / kmolM D46.070.860(10.860)18.0142.14 kg / kmolM W46.070.000783(1 0.000783)18.01 18.03 kg / k m o l( 三 ) 料液及塔顶底产品的摩尔流率一年以8000h a 计，有：D 1104 t / a1 107kg /8000 h1250 kg (94

3、%C 2 H 5OH) / h根据乙醇 -水物系的特点，本设计采用低压蒸汽直接加热，加热蒸汽质量流率设为G，kg h，摩尔流率设为 G， kmol h，全塔物料衡算：FGDW0.35F0.94D0.002W0.94D / 0.35F0.98F3425.7 kg / hF3425.7 / 22.89149.66 kmol / hD1250.0 kg / hD1250 / 42.14 29.66 kmol / hW11989.8 kg / hW11989.8/18.03664.99 kmol / hG9814.1 kg / hG9814.1/18.01544.93 kmol / h二、塔板数的确定

4、( 一) 理论塔板数NT 的求取1乙醇 -水相平衡数据表 5-23常压下乙醇 -水系统的t x y 数据1沸点 t，乙醇摩尔分数沸点 t ，乙醇摩尔分数液相气相液相气相100.00.0000.00081.50.3270.58395.50.0190.17080.70.3970.61289.00.0720.38979.80.5080.65686.70.0970.43879.70.5200.66085.30.1240.47079.30.5730.68484.10.1660.50978.740.6760.73982.70.2340.54578.410.7470.78282.30.2610.55878.

5、150.8940.894本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对x y平衡关系的影响完全可以忽略。2确定操作的回流比R将表 5-24 中数据作图得x y 曲线及 tx y 曲线， 见图 5-71。为便于计算机计算， 在乙醇 -水物系的x y 曲线中，以A(0.124 ， 0.470)点为分界线将该曲线分成OA和 AB 两段，将其对应段曲线拟合成以下二式表示。OA 段： y289.2 x 388.417 x 210.312 x0.0013( x0 0.124 )AB 段： y0.9309 x 31.2325 x20.9378

6、 x0.3776(x0.124 0.894 )1.00.9y = 0.9309x 3 - 1.2325x2 + 0.9378x + 0.3776BC1050.8y = 289.2x 3 - 88.417x 2 + 10.312x + 0.00130.7100数 0.695分A度尔0.5氏摩q90，0.4摄y，0.3t85D0.2800.10.0O0.1240.1740.30.40.50.60.70.8600.8941.00.00.10.20.80.9x ，摩尔分数750.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.80.9 1.0x （y），摩尔分数图 5-71乙醇 -水物

7、系的 x y 曲线及 tx( y) 曲线确定最小回流比Rm。在 x y 图上，过点 B(0.894 ，0.894)作相平衡曲线的切线BD ，与 y 轴的交点为 D(0 ， 0.2)，则有：xD0.2Rm1Rm0.860.23.30.2操作回流比 R。取操作的回流比为最小回流比的1.5 倍，即：R1.5Rm1.53.34.953求取理论塔板数精馏段操作线yRxD4.950.86xR1x0.832x 0.1445R 14.95 14.95 1提馏段操作线2因泡点进料，将xF0.174 代入精馏段操作线方程解得精馏段操作线与q 线的交点为 (0.174， 0.289)。设提馏段操作线为yaxb ，而

8、提馏段操作线为过(0.000783，0)和 (0.174， 0.289)两点的直线，固有：0.2890.174aba1.66800.000783abb0.00131即 y 1.668x 0.00131因靠近 B 端的操作线离平衡线很近，故需逐板计算理论塔板数。将 y1xD 0.860 代入 y0.9309 x 31.2325 x20.9378 x 0.3776 中试差解得 x10.855将 x10.855代入 y0.832x0.1445 中解得 y20.856将 y20.856代入 y0.9309 x31.2325 x20.9378 x 0.3776 中试差解得 x2 0.850将 x20.8

9、50代入 y0.832x0.1445 中解得 y30.851在计算机上逐板计算的结果见表5-24 。表 5-24乙醇 -水物系理论板数的逐板计算结果精馏段 N122 块理论板序号 i液相组成 xi气相组成 yi+1理论板序号 i液相组成 xi气相组成 yi+1150.7650.78110.8550.856160.7510.76920.8500.851170.7330.75430.8450.847180.7080.73440.8400.843190.6720.70350.8350.839200.6120.65460.8300.835210.4980.55970.8250.831220.2690.

10、36880.8200.826提馏段 N24 块90.8140.822理论板序号 i液相组成 xi气相组成 yi+1100.8080.817230.06150.101110.8010.811240.01060.016120.7940.805250.00150.001130.7860.798260.000000020.000140.7770.791注：逐板计算时，在跨越x0.124 后，相平衡关系采用AB 段拟合线。进料板在第23 块。(二 )实际塔板数Np1全塔效率ET选用 ET5132.5 lg(L) 公式计算。塔的平均温度为(78.2+100) 2 89 (取塔顶、 底的算术平均值)，在此平

11、均温度下查化工原理附录得：A0.37mPa s ，B0.315mPa sLA xFB (1xF )0.370.174 0.315 (10.174) 0.325 mPa s在 89下乙醇对水的相对挥发度(见表 5-24) 为vA / vBpA / xAyA / xAyA / xA0.389/ 0.072pB / xByB / xB(1 yA ) /(1xA )(1 0.389)8.206/(1 0.072)ET51 32.5lg( L)51 32.5 lg(0.3258.206)37.0 %32实际塔板数 Np （近似取两段效率相同）精馏段： Np122/ 0.3759.5 块，取 N p160

12、 块提馏段： Np24 / 0.3710.8 块，取 Np211 块总塔板数 NpN p1 Np271块 (包括塔釜 )。三、塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算(一 )平均压强pm取每层塔板压降为0.7kPa 计算。塔顶： pD101.3 4105.3kPa加料板： pF105.30.7 60 147.3 kPa平均压强 pm(105.3147.3) / 2 126.3 kPa(二 )平均温度 tm查乙醇 -水相平衡数据表5-23 或温度组成图 5-71 得：塔顶为 78.2，加料板为 83.9。t m (78.2 83.9) / 281(三 )平均分子量 M m塔顶： y1 xD0.

13、8 6 0， x10.855 （用 AB 段相平衡关联式试差计算得到）M VD, m0.86046.07(10.860)18.0142.14 kg/kmolM LD, m0.85546.07(10.855)18.0142.00 kg/kmol加料板： yF 0.508 ， xF0.174 （用 AB 段相平衡关联式计算得到）M VF, m0.50846.07(10.508)18.0132.26 kg/kmolM LD, m0.17446.07(10.174)18.0122.89 kg/kmol精馏段： M V, m(42.1432.26) / 237.20 kg/kmolM L, m(42.0

14、022.89) / 232.45 kg/kmol(四 )平均密度m1液相平均密度L,m为方便计算，将查阅得到的乙醇和水的密度与表面张力列于表5-25。表 5-25乙醇的密度和表面张力温度，2030405060708090100110乙醇795785777765755746735730716703密度， kgm3998.2995.7992.2988.1983.2977.8971.8965.3958.4951.0水乙醇22.321.220.419.818.818.017.1516.215.214.4表面张力， 103N m72.6771.2069.6367.6766.2064.3362.5760.

15、7158.8456.88水塔顶：查 78.2下乙醇和水的密度分别为737 kg m3 和 973 kg m3。1aAaB0.940.06LD, m747.9 kg/m3737973LD, mLD, ALD, B进料板：查 83.9下乙醇和水的密度分别为733 kg m3 和 969.3 kg m3 。1aAaB0.350.65LF, m871.0 kg/m3LF, mLF, ALF,B733969.3精馏段： L,m(747.9871.0) / 2 809.5 kg/m 342汽相平均密度V, mpmM V, m126.3 37.203V, mRTm8.314 (2731.596 kg/m81

16、)(五 )液体的平均表面张力m对于二元有机物 -水溶液的表面张力，采用第一章式1-23式 1-30 计算。塔顶：查表 5-26 得o 17.30 mN/m ； w62.89 mN/m （ 78.2）主体部分的摩尔体积Vo46.07 kg / kmol0.06251 m 3 / kmol737 kg / m 3Vw18.01 kg / kmol0.01851m 3 / kmol973 kg / m 3塔顶实际液相组成由操作线方程求得0.832x 0.14450.860x0.860即 xo0.860 ， xw10.8600.140主体部分的w 和 ooxoVo /( xwVwxoVo )0.860

17、0.062510.9540.1400.018510.8600.06251w1o1 0.9540.046Blog ( wq /o )log(0.0462 / 0.954)2.654 （按表 1-13 之规定， q2 ）Q0.441(q / T )(V2 / 3 / qV2/3)ooww0.441217.30 0.062512 / 362.890.018512 / 3273.1578.220.00763ABQ2.6540.007632.662根据 log ( swq/ so)2.662和swso1 联立解得sw0.0456so0.95441/41/41/4mswwsoo0.045662.891/

18、40.954417.301/ 42.075D,m18.53 mN / m进料板：o16.78 mN/m ；w 61.84 mN/m （ 83.9）主体部分的摩尔体积5Vo46.07 / 7330.06285 m3 / kmolVw18.01/ 969.30.01858 m 3 / kmolxo0.174 ， xw10.1740.826主体部分的w 和 oo0.1740.062850.4160.8260.018580.1740.06285w1o1 0.4160.584Blog ( wq /o )log( 0.5842 / 0.416)0.0863（按表 1-13 之规定， q2 ）Q0.441(

19、q / T)(oV2 / 3/ qwV 2/3)ow0.441216.780.062852 / 361.84 0.018582 / 3273.1583.920.00744ABQ0.08630.007440.0937根据log ( swq/ so )0.0937和 swso1 联立解得sw0.581so0.4191/41/41/4msw wsoo0.51861.841/ 40.41916.781 / 42.477F,m37.66 mN / m精馏段：m(D, mF, m ) / 2(18.53 37.66) / 2 28.10 mN/m(六 )液体的平均黏度L, m查得在 78.2和 83.9下

20、乙醇和水的黏度分别为：D,A0.455 mPa s ，F,A0.415 mPa s ，按加权求取平均黏度D, BF, B0.3655 mPa s（ 78.2）0.3395 mPa s（ 83.9）塔顶：LD, m(A xA ) D( B xB ) D0.4550.8600.36550.1400.442 mPa s加料板：LF,m0.4150.1740.33950.8260.353 mPa s精馏段：L,m( 0.4420.353) / 20.398 mPa s四、精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率V( R1)D( 4.951)29.66176.48 kmol/hVM汽相体积流量Vs3600V,

21、mV, m176.4837.201.143 m 3 /s36001.596汽相体积流量Vh1.143 m 3 /s4114.8 m 3 /h液相回流摩尔流率LRD4.9529.66146.82 kmol/h6液相体积流量LsLM3600L, mL,m146.8232.450.00164 m 3/s3600809.5液相体积流量 Lh0.00164 m 3/s5.90 m 3/h冷凝器的热负荷：查78.2下乙醇和水的汽化潜热分别为970kJ/kg 和 2311kJ/kg 。平均汽化潜热按质量分率加权有rm0.949700.062311 1050.46 kJ / kgQVr (176.4842.1

22、4)1050.46 / 36002170 kW五、精馏段塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算(一 )塔径1初选塔板间距H T500 mm 及板上液层高度 hL60 mm ，则：H ThL0.5 0.060.44 m2按 Smith 法求取允许的空塔气速umax (即泛点气速 uF )Ls0.50.00164809.50 .5L0.0323Vs1.1431.596V查 Smith 通用关联图 5-40得 C200.097负荷因子 C C200.20.09728.100.2200.10420泛点气速：0.50.5umaxCLV0.104809.5 1.5962.340 m / s1.596V3操作气速取

23、 u0.7umax0.72.340 1.638 m/s4精馏段的塔径D4Vs1.1430.943 mu0.7851.638考虑到浮阀布置和检修方便，圆整取DT1200mm ，此时的操作气速u4Vs1.1431.011 m /s 。DT20.785 1.22(二 )精馏段塔板工艺结构尺寸的设计与计算1溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。(1) 溢流堰长 (出口堰长 ) Lw取 L w0.7DT0.71.20.84 m堰上溢流强度Lh / Lw5.90/ 0.847.02 m 3 /(m h)100 130m 3 /(m h) ，满足筛板塔的堰上溢流强度要

24、求。(2)出口堰高 hw7hwhLhow对平直堰 h0.00284 E (Lh/ Lw)2/3ow由 L w / DT0.7及 Lh / L2w.55.90/ 0.842.59.12 ，查图 5-30 得 E 1.03，于是：how0.002841.03(5.90 / 0.84)2 /30.0107 m 0.006 m （满足要求）hwhLhow0.060.01070.049 m(3)降液管的宽度Wd 和降液管的面积Af由 L w/ DT0.7，查弓形降液管几何关系图得Wd / DT 0.14，Af / AT0.09 ，即：W0.168 m ， A0.785 D21.13 m 2 ， Af0.

25、102 m 2 。dTT液体在降液管内的停留时间Af H T/ Ls0.1020.5 / 0.0016431.1 s5 s （满足要求）(4) 降液管的底隙高度 ho液体通过降液管底隙的流速一般为0.07 0.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速uo0.08 m/s ，则有：hoLs0.00164Lw uo0.024 m （ ho 不宜小于 0.02 0.025m，本结果满足要求）0.84 0.082塔板布置(1) 塔板分块，因 DT 1200mm，根据表 5-6 将塔板分作 3 块安装。(2) 边缘区宽度 Wc 与安定区宽度 Ws边缘区宽度 Wc ：一般为50 75mm， DT 2m 时，

26、 Wc可达 100mm 。安定区宽度 Ws ：规定 DT1.5 m 时 Ws75mm ； DT1.5m 时 Ws75 mm ；本设计取 Wc60 mm， Ws75 mm。(3) 开孔区面积 AaxDT /2(Wd Ws)0.60( 0.1680.075 ) 0.357 mRDT /2Wc0.600.0600.540mA2 x R2x2R2 sin 1 xa180R2 0.3570.54020.35721800.5402 sin 1 0.3570.5400.710 m 23浮阀个数 n 及排列取 F1 型浮阀，其阀孔直径d o39 mm ，初取阀孔动能因子F0 u0V 11 ，故阀孔的孔速u01

27、18.707 m / s1.596浮阀个数 n4Vs1.143110d02 u00.03920.7858.707拟定塔板采用碳钢且按等腰三角形叉排，塔板厚度3mm ，且 W60 mm，W75 mm 。cs作等腰三角形叉排时，hAa0.7100.086 m ，按推荐尺寸，此处取h80 mm 。0.075n0.075110根据初步估算提供的孔心距t 75mm、孔数 n110 个和叉排高度 h 80mm 在塔板上布置浮阀，实得浮阀个数为 105个，见图 5-72。8023=408756=45023孔59孔23孔阀孔总数 105个图 5-72浮阀在塔板上的排列根据在塔板上布置得到的浮阀个数重新计算塔板

28、的各参数。阀孔气速 u04Vs1.1439.12 m / sn d o20.785 105 0.0392动能因子 F09.121.59611.5（在经验值范围之内）(三 )精馏段的塔高 Z1Z1 (N p11)HT(601)0.529.5 m六、精馏段塔板流动性能校核( 一 ) 塔板压降校核hfhche1气体通过干板的压降hc731 /1.825731 /1.825临界孔速 uoc8.12 m / s u01.596V因 u0uoc ，故应在浮阀全开状态下计算干板压降。hc5.34Vuo21.5969.1220.0446 m2g5.34L809.5 29.812气体通过板上液层的压降hehe(

29、 hwhow )hL0.5 0.0600.030 m3克服表面张力的压降h(一般情况下可不考虑 )h410 3410 328.1010 31000L gdo809.59.810.0390.00036 m （显然此项很小可忽略）4气体通过筛板的压降(单板压降 ) hf 和pfhfhcheh0.04460.0300.000360.075 mpfL ghf809.59.810.075596 Pa0.7kPa （满足设计要求）( 二 ) 雾沫夹带量校核9板上液流长度ZZDT2Wd1.2 20.168 0.864 m根据V1.596 kg / m 3 及 H T 0.50m 查图 5-37，得 CF 0

30、.125。再根据表5-13 取 K 1.0。0.5100VsV136Ls ZFLVAa CFK1.5960.51001.1611360.001640.864809.51.5960.7100.1251.060.32%泛点率小于80%，故不会产生过量的雾沫夹带。( 三) 漏液校核当阀孔的动能因子F o 小于 5 时将会发生严重漏液，故漏液点的孔速可按F o 5 计算55uom3.96 m / sV 1.596稳定性系数 Kuo9.122.31.5 2.0 （不会产生过量液漏）uom3.96( 四 ) 降液管液泛校核为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度H d(hw) H TH dhf hL

31、hd20.001642hd0.153Ls0.1530.001 m0.840.024Lw hoH d0.0750.0600.001 0.136m( H T hw )0.5(0.5 0.049 ) 0.275 mH d(H Thw ) 成立，故不会产生降液管液泛。通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出更合理的设计，还需重选 H T 及 hL ，重复上述计算步骤进行优化设计。七、精馏段塔板负荷性能图负荷性能图应按的步骤进行绘制，本题过程如下。( 一 ) 过量雾沫夹带线令泛点率 F0.80 ，将相关数据代入式(5-28) 得1.5961.36 0.864LsVs809.5

32、1.5960.800.7100.1251.0整理得到Vs1.59726.44Ls在操作范围内，任取几个Ls 值，依式算出对应的Vs 值列于表 5-26。10表 5-26式中的 VsLs 关系数据L s, m3/s0.0007170.00090.00270.00420.00570.00720.00870.0102Vs, m3/s1.57801.57321.52561.48601.44631.40661.36701.3273依据表中数据在图5-73 中作出雾沫夹带线。( 二 ) 降液管液泛线( 气相负荷上限线)根据式 (5-20) ，降液管发生液泛的条件为：(H T hw ) hfhwhowhd3

33、600Ls2 / 32 / 3how0.00284E0.0028413600Ls2/3Lw0.840.7493 LsAondo20.7851050.03920.1254 m 24Vu2V(V /A)2hc5.34o5.34soL 2g2 gL1.596Vs25.3429.810.12542809.50.0341Vs2he(hwhow )0.5( 0.0490.7493 L2s/ 3 )0.02450.3746 L2/3shfhc he0.0341 Vs20.3746 L2/3s0.0245Ls2Ls2hd0.1530.1532Lw ho0.840.024376.5 Ls(0.0341Vs20.

34、3746 Ls2/30.0245 )0.0490.7493 Ls2/3376.5 Ls20.5 (0.50.049)Vs25.89432.96 L2/3s 11041 Ls2在操作范围内，任取几个Ls 值，依式算出对应的Vs 值列于表 5-27。表 5-27式中的 VsLs 关系数据L s, m3/s0.0007170.00090.00270.00420.00570.00720.00870.0102Vs, m3/s2.37162.36172.27472.20032.11742.02301.91421.7875依据表中数据在图5-73 中作出液泛线。( 三 ) 漏液线 ( 气相负荷下限线 )当动

35、能因子 F05 时会产生严重漏液，故取F05 计算漏液点气速，前已算出uom 3.96 m / s，故Vs,minAouom4nd o2uom0.785 1050.03923.960.496 m3 / s( 四 ) 液相负荷下限线取平堰堰上液层高度how0.006 m， E1.0 。113600Ls,min2 / 3how2/30.00284 10.7493 Ls,min 0.0060.84Ls,min0.000717 m 3/s依式在图5-73 中作出液相负荷下限线。( 五 ) 液相负荷上限线取5 s 得液相最大负荷流量Ls,maxH T Af0.5 0.1020.0102 m 3/s5依式

36、在图 5-73中作出液相负荷上限线。( 六 ) 操作线及操作弹性操作气液比Vs / Ls1.1 4 3/0.0 0 1 6 46 9 7过 (0， 0)和 (0.00164， 1.143)两点，在图 5-73 中作出操作线。3.0线2.5限下 气相负荷线荷上限线2.0负s相作操3/液雾沫夹带线线m1.5,限s上V荷1.0P (设计点 )负相气相负荷下限线液0.50.00.0020.0040.0060.0080.0100.0120.0003Ls , m /s图 5-73精馏段塔板负荷性能图从该图中可以看出，设计点P 处于正常工作区域。操作线的上端首先与雾沫夹带线相交，因此其上限应由雾沫夹带线 (而不是气相负荷上限线)所控制，操作线的下端与漏液线和液相负荷下限线的交点相交，说明其下限由二者之一所控制。即当液相流量增大(或是气相流量减小 )时，操作气液比减小，操作线斜率下降，其下端首先与漏液线相交，下限由漏液线控制；反之，当液相流量减小 (或是气相负荷增大 )时，操作线斜率上升， 操作线下端首先与液相负荷下限线相交，其下限改由液相负荷下限线控制)。本设计中塔的操作弹性为Vs,max1.523.0操作弹性Vs,min0.50提馏段的工艺计算过程与精馏段相同，后续设计参见例【5-1】，此处略。12